制藥化工原理第五章第四節(jié) 兩組分連續(xù)精餾的分析和計(jì)算

第五章

蒸餾

Distillation一、理論板及恒摩爾流二、物料衡算和操作線三、理論塔板層數(shù)的求法四、幾種特殊情況時(shí)理論板數(shù)的求法五、回流比的影響及其選擇六、理論板數(shù)的捷算法七、實(shí)際塔板數(shù)、塔板效率八、精餾裝置的熱量衡算第三節(jié)

兩組分連續(xù)精餾的

分析和計(jì)算

2023/11/2一、理論板及恒摩爾流1、理論板

離開這種板的氣液兩相互成平衡，而且塔板上的液相組成也可視為均勻的。2、操作關(guān)系

yn+1與xn之間的關(guān)系

3、恒摩爾汽化2023/11/24、恒摩爾溢流

5、恒摩爾流假設(shè)的條件（1）各組分的摩爾汽化潛熱相等；

（2）氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略；

（3）塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。

2023/11/2二、物料衡算和操作線1、全塔物料衡算

對(duì)總物料：

對(duì)于易揮發(fā)組分：

2023/11/2當(dāng)塔頂、塔底產(chǎn)品組成xD、xW及產(chǎn)品質(zhì)量已規(guī)定，產(chǎn)品的采出率D/F和W/F也隨之確定，不能再自由選擇；當(dāng)規(guī)定塔頂產(chǎn)品的產(chǎn)率和質(zhì)量xD，則塔底產(chǎn)品的質(zhì)量xW及產(chǎn)率也隨之確定而不能自由選擇；在規(guī)定分離要求時(shí)，應(yīng)使塔頂產(chǎn)品的組成應(yīng)滿足2023/11/2塔頂易揮發(fā)組分回收率：易揮發(fā)組分從塔頂采出的量占全部進(jìn)料量中輕組分的百分?jǐn)?shù)。塔底難揮發(fā)組分回收率：

2023/11/22、精餾段操作線方程

對(duì)總物料：

對(duì)易揮發(fā)組分：

2023/11/2——回流比

——精餾段操作線方程2023/11/23、提餾段操作線方程

對(duì)總物料：

對(duì)易揮發(fā)組分：

提餾段操作線方程：2023/11/25、進(jìn)料熱狀況對(duì)操作的影響

1）定義式2）q的計(jì)算物料衡算：

2023/11/2熱量衡算：

（1）對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料

2023/11/22023/11/2（2）對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料

（3）對(duì)于冷液進(jìn)料

2023/11/2（4）汽液混合物進(jìn)料

（5）過熱蒸汽進(jìn)料

對(duì)于飽和液體、汽液混合物及飽和蒸汽三種進(jìn)料而言，q值就等于進(jìn)料中的液相分率。2023/11/2（3）q值與提餾段操作線方程提餾段操作線方程為：2023/11/2

例：用一連續(xù)精餾裝置在常壓下，分離含苯41%（質(zhì)量%，下同）的苯-甲苯溶液。要求塔頂產(chǎn)品中含苯不低于97.5%，塔底產(chǎn)品中含甲苯不低于98.2%，每小時(shí)處理的原料量為8570kg。操作回流比為3，試計(jì)算：（1）塔頂及塔底的產(chǎn)品量；（2）精餾段上升蒸汽量及回流液量；（3）當(dāng)原料于47℃進(jìn)塔和蒸汽進(jìn)塔時(shí)，提餾段上升蒸汽量及回流液量。（苯的汽化潛熱rA=93kcal/kg，甲苯的汽化潛熱rB=87.52023/11/2kcal/kg，苯和甲苯的平均比熱Cp,l=0.45kcal/kg℃，蒸汽的平均比熱Cp,v=0.30kcal/kg℃）。分析：求W、D全塔物料衡算求xF、xW、xD求V、L已知R精餾段物料衡算求求q解：

（1）產(chǎn)品量

2023/11/22023/11/2(2)上升蒸汽量及回流量

精餾段：

2023/11/2(3)47℃進(jìn)料時(shí)

將料液由47℃升溫到93℃所需的熱量為：

繼續(xù)加熱

2023/11/2飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)

2023/11/2三、理論塔板層數(shù)的求法

1．逐板計(jì)算法

（已知）

平衡關(guān)系操作關(guān)系1）精餾段2023/11/2平衡關(guān)系操作關(guān)系……泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段n-1層2）提餾段（已知）提餾段操作線……提餾段m-1層平衡關(guān)系操作關(guān)系2023/11/22、圖解法1）操作線作法

a）精餾段操作線b）提餾段操作線的作法

2023/11/2abyxxDxWcxFefd2023/11/2c）q線方程－——q線方程或進(jìn)料方程

2023/11/2d）進(jìn)料熱狀況對(duì)q線及操作線的影響

過冷液體：q>1,

，ef1（）飽和液體：

q=1,

，ef2（↑）汽液混合物

：0<q<1,

，ef3（）飽和蒸汽：q=0,，ef4

（←）過熱蒸汽：q<0,，ef5（）2023/11/2f1f2f3f4f52023/11/22）圖解方法

xDabefdxFxWc11‘234562023/11/23、最宜的進(jìn)料位置

2023/11/2四、幾種特殊情況時(shí)理論板數(shù)的求法

1、多側(cè)線的塔

例：在常壓連續(xù)精餾塔中，分離乙醇—水溶液，組成為xF1=0.6（易揮發(fā)組分摩爾分率，下同）及xF2=0.2的兩股原料液分別被送到不同的塔板進(jìn)入塔內(nèi)，兩股原料液的流量之比F1/F2=0.5，均為飽和液體進(jìn)料。操作回流比R=2，若要求餾出流組成xD為0.8，釜?dú)堃航M成xW為0.02，試求理論板層數(shù)及兩股原料液的進(jìn)料板位置。應(yīng)用場合：多股進(jìn)料或多股出料2023/11/22023/11/2分析：求理論板層數(shù)圖解法操作線兩股進(jìn)料三段？解：

組成為xF1的原料液從塔較上部位的某加料板進(jìn)入，該加料板以上塔段的操作線方程式與無側(cè)線塔的精餾段操作線方程相同。

2023/11/2

兩股進(jìn)料板之間塔段的操作線方程，可按虛線范圍內(nèi)作物料衡算求得：總物料：

易揮發(fā)組分：

——兩股進(jìn)料之間塔段的操作線方程2023/11/2因進(jìn)料為飽和液體

D如何求？全塔物料衡算總物料：

易揮發(fā)組分：

設(shè)

2023/11/2對(duì)原料液組成為xF2的下一股進(jìn)料，其加料板以下塔段的操作線方程與無側(cè)線塔的提餾段操作線方程相同

2023/11/2各段操作線交點(diǎn)的軌跡方程分別為：2023/11/2理論板層數(shù)為9自塔頂往下的第5層為原料F1的加料板自塔頂往下的第8層為原料F2的加料板2023/11/2總結(jié)：塔段數(shù)（或操作線數(shù)）=塔的進(jìn)出料數(shù)-1各段內(nèi)上升蒸汽摩爾流量及下降液體摩爾流量分別各自相同各段操作線首尾相接精餾段及提餾段操作線方程的形式與簡單精餾塔相同中間段的操作線方程應(yīng)通過各段的物料衡算求得2023/11/22、直接蒸汽加熱

應(yīng)用場合：待分離的混合液為水溶液，且水為難揮發(fā)組分操作線：精餾段：與普通精餾塔相同提餾段：物料衡算2023/11/2（恒摩爾流動(dòng)）——直接加熱時(shí)提餾段操作線方程總物料

易揮發(fā)組分：

2023/11/2由操作線方程知：

提餾段操作線通過橫軸上的x=xw的點(diǎn)（xw,0）,不是c（xw,xw）2023/11/2

例：在常壓連續(xù)精餾中，分離甲醇—水混合液，原料液組成為0.3，（甲醇摩爾分率，下同）冷液進(jìn)料（q=1.2），餾出液組成為0.9，甲醇回收率為90%，回流比為2.0，試分別寫出以下兩種加熱方式時(shí)的操作線方程。1)間接蒸汽加熱2)直接蒸汽加熱。解：

1)間接蒸汽加熱時(shí)操作線方程

精餾段操作線方程為：

2023/11/2提餾段操作線方程為：

對(duì)易揮發(fā)組分

2023/11/22023/11/22)直接蒸汽加熱時(shí)操作線方程精餾段操作線方程與1）同提餾段操作線方程為：

設(shè)F=1kmol/h，

加熱蒸汽流量：

2023/11/22023/11/2討論：

當(dāng)

相同時(shí)，兩種加熱方式比較間接蒸汽加熱

直接蒸汽加熱

W

W

NTNT

==<

><

直接蒸汽加熱所需理論板數(shù)比間接蒸汽加熱的多，因?yàn)橹苯诱羝南♂屪饔茫市柙龆嗬碚摪鍞?shù)來回收易揮發(fā)組分。2023/11/23、

提餾塔（回收塔）應(yīng)用場合：蒸餾的目的只是為了回收稀溶液中的易揮發(fā)組分，而對(duì)餾出液的濃度不做過多的要求。

D、xDFxFWxW2023/11/2操作線：與完全的精餾塔的提餾段操作線方程相同——提餾塔操作線方程

當(dāng)為泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，

通過點(diǎn)a（x=xF，y=xD），點(diǎn)b（x=xW，y=xW），斜率為F/D。2023/11/2xDxFxWbaexD,max2023/11/2xWb當(dāng)為冷液進(jìn)料，可與完全的精餾塔一樣先做出q線，q線與y=xD的交點(diǎn)為操作線上端。xFqxD2023/11/2

例：在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液。該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為2.0，原料液流量為100kmol/h，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q為0.8，流出液流量為60kmol/h。釜?dú)堃航M成為0.01（易揮發(fā)組分摩爾分率）試求：1)操作線方程2)由塔內(nèi)最下一層理論板下流的液相組成解：1）操作線方程

2023/11/22）塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成

再沸器相當(dāng)于一層理論板

2023/11/2與

呈操作關(guān)系

2023/11/2五、回流比的影響及其選擇

1、回流比對(duì)精餾操作的影響

R↑xD/R+1↓

abyxxDxWcxFefdxD/R+1

NT↓ab

下移R↑D、W不變L、V↑ab與ac重合R=∞NT=Nmin2023/11/2abyxxDxWcxFefdxD/R+1

R↓xD/R+1↑ab、q線與平衡線交于dR=RminN=∞d點(diǎn)夾緊點(diǎn)N↑ab上移Rmin＜＜R∞2023/11/22、全回流及最少理論板層數(shù)

全回流時(shí)，D=0，F(xiàn)=0，W=0

；達(dá)到給定分離程度所需的理論板層數(shù)最少為Nmin。1）Nmin的求法

a）圖解法

xWxD2023/11/2b）解析法——芬斯克(Fenske)方程式

全回流時(shí)操作線方程式為：yn+1=xn∴(yA)n+1=(xA)n，(yB)n+1=(xB)n離開任一層板的汽液組成間的關(guān)系為：若塔頂采用全凝器，（yA）1=（xA）D，（yB）1=（xB）D

第一層板的汽液平衡關(guān)系為：2023/11/2第一層板和第二層板之間的操作關(guān)系為：yA2=xA1,yB2=xB2

即同理，第二板的氣液平衡關(guān)系為：2023/11/2若令2023/11/2——芬斯克方程

3、最小回流比的求法

1）作圖法a）對(duì)于正常的平衡曲線

2023/11/2xq,yq——q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)

qyqxq2023/11/2b）對(duì)于某些不正常的平衡曲線

由點(diǎn)a（xD,xD）向平衡線作切線，切線的斜率=Rmin/Rmin+1。

2023/11/22）解析法

對(duì)于相對(duì)揮發(fā)度為常量（或取平均值）的理想溶液

2023/11/2飽和液體進(jìn)料時(shí)

飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)

2023/11/24、適宜回流比的選擇

R=（1.1～2）Rmin2023/11/2六、理論板數(shù)的捷算法

1、吉利蘭圖

2023/11/22、簡捷法求理論板數(shù)的步驟根據(jù)物系性質(zhì)及分離要求，求出Rmin，選擇合適的R；求出全回流下所需理論板數(shù)Nmin

；使用吉利蘭圖，求出所需理論板數(shù)；確定加料位置，可把加料組成看成釜液組成求出理論板數(shù)即為精餾段所需理論板數(shù)，從而可以確定加料位置。

2023/11/2七、實(shí)際塔板數(shù)、塔板效率

1、單板效率——默弗里（Murphree）效率

氣相單板效率

操作線平衡線ynyn-y